甲醇水分离过程板式精馏塔的设计_课程设计任务书.doc

第一章 设计任务书1.1 设计题目设计题目：甲醇水分离过程板式精馏塔的设计 设计要求：年产纯度为99.5%的甲醇12000吨，塔底馏出液中含甲醇不得高于0.1%，原料液中含甲醇40%，水60%。1.2操作条件1) 操作压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选 4) 塔底加热蒸气压力 0.3mpa（表压）1.3塔板类型筛孔塔1.4 工作日每年工作日为330天，每天24小时连续运行。1.5 设计说明书的内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算； (4) 塔板数的确定； (5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； (7) 塔板主要工艺尺寸的计算； (8) 塔板的流体力学验算； (9) 塔板负荷性能图； (10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取(11) 塔板主要结构参数表(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论第二章 设计原则2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。必须具体考虑如下几点：2.1.1满足工艺和操作的要求首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定。这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.1.2满足经济的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。2.1.3满足安全生产的要求例如甲醇属易燃有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。2.2精馏操作对塔设备的要求和类型2.2.1对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。2.2.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。第三章 设计步骤3.1精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。3.2 确定设计方案本设计任务为分离甲醇水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分加回流至塔内，其余部分经产品冷却器后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。第四章 精馏塔的工艺计算4.1物料衡算4.1.1原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：水的摩尔质量为： 原料液摩尔分率：塔顶摩尔分率：塔底摩尔分率：4.1.2原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量：塔顶产品平均摩尔质量塔底产品平均摩尔质量 4.1.3全塔物料衡算4.2精馏段操作线方程甲醇水属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 由手册查得甲醇水物系的气液平衡数据（表1），绘出x-y图，见图4.1。表1 温度/xy温度/xy1000.000.0075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.001.0078.00.300.665查得:y=0.647，x=0.273rmin=(xd-y)/(y-x)=（0.99-0.647）/(0.647-0.273) =0.917r=1.8rmin=1.8*0.917=1.6514.3精馏段操作线方程 4.3提馏段操作线方程4.4进料方程由于为泡点进料，则q=1 4.5图解法确定塔板数yx图4.1可知，总理论塔板数nt为12块(包括再沸器)进料板位置nf为自塔顶数起第9块。4.6 理论板层数nt的求取精馏段理论塔板数 nt=8块提馏段理论塔板数 nt=3块精馏段实际塔板数 n精=8.8/60%=15块提馏段实际塔板数 n提=3.2/60%=6块4.7塔效率= xdd/(xff)=99.83%第五章 精馏塔结构设计5.1塔径与板间距5.1.1精馏段l=78.63kmol/h v=126.11 kmol/h精馏段的气、液相体积流率为 vs=vmvm/3600vm=（126.1129.46）/(36001.049)=0.9838 m3/s ls=lmlm/3600lm=(78.6319.99)/(3600787.33)=0.000554 m3/s式子中，负荷因子由史密斯关联图（如图5.1）查得c20再求图的横坐标为flv=l/v(l/v)0.5=(0.000554/0.9838) (716.911.049) 0.5=0.0176取板间距，ht=0.40m,板上清液层高度取hl=0.05m，则ht-hl=0.35 m由史密斯关联图得c20 =0.065气体负荷因子c= c20(/20)0.2=0.065(62.6/20) 0.2 =0.0817 umax=2.06取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.82.06=1.648m/sd=(4vs/()1/2=(40.8671)/(3.141.648) 0.5=0.819按标准塔径圆整后为d=1.2m塔截面积为at=3.140.60.6=1.1304 m2实际空塔气速为u实际=1.648/1.1304= 1.458m/su实际/ umax=1.458/2.06=0.71(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)史密斯关联图（图5.1）5.1.2提馏段塔径的计算与板间距的确定l=251.28kmol/h v=126.11kmol/h提馏段的气、液相体积流率为 vs=vmvm/3600vm=(126.1122.66)/(36000.8846)=0.8973m3/sls=lmlm/3600lm=(251.2819.96)/(3600907.51)=3.8510-6m3/s式中，负荷因子由史密斯关联图（如图3）查得c20再求图的横坐标flv=l/v(l/v)0.5=(3.8510-6/0.8973)(907.51/0.8846)0.5=1.310-4取板间距，ht=0.40m，板上清液层高度取hl=0.06m，则ht-hl=0.34 m由史密斯关联图，得知c20=0.07气体负荷因子c= c20(/20)0.2= 0.07(54.271/20) 0.2=0.0855umax=0.0855(907.51/0.8846)-10.5=2.73 m/s取安全系数为0.8，则空塔气速为 u=0.8umax=0.82.73=2.184m/sd=(4vs/()1/2=(40.8973)/(3.14/2.184) 0.5=1.580m按标准塔径圆整后为d=1.2m塔截面积为at=3.140.60.6=1.13 m2实际空塔气速为u实际=2.184/1.13=1.93m/s u实际/ umax=1.93/2.73=0.707(安全系数在允许的范围内，符全设计要求)5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 z精=（n精-1）ht=（15-1）0.40=5.6 m提馏段有效高度为 z提=（n提-1）ht=（6-1）0.40=2 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为z=z精+z提+0.8=5.6+2+0.8=8.4m5.3塔板结构参数的确定5.3.1 精馏段1.溢流装置计算因塔径d=1.2m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60d=0.72m2) 溢流堰高度hw由hw=hlhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用e= 1.0 ，则how=0.0083m取板上清液层高度hl=0.05 m故 hw=0.0417m3) 弓形降液管的宽度wd和截面积af由wd/d=0.6 m 查可求得af/at=0.057 wd/d=0.15 af=0.0570.785=0.0448 m2wd=0.1251.2=0.15 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 afht/lh= 3600 0.04480.40/ (36000.0084)=21.31s5s 其中ht即为板间距0.40m，lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= lh/（3600lwuo）取uo=0.07m/s则ho=0.00843600/(36000.720.07) =0.020024 m0.02m hw-ho=0.0417-0.020024=0.021671910.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 2.塔板布置1) 塔板的分块因为d 800mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取ws=ws= 65mm , wc=35mm3.开孔区面积计算开孔区面积aa按下面式子计算，则有aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=d/2(wdws)r= d/2wc并由wd/d=0.125， 推出wd=0.125由上面推出 aa=0.530m24.筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=vs/ao=1.481/（aa）=27.67m/s5.3.2提馏段 (计算公式和原理同精馏段)1.溢流装置计算因塔径d=1.0m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60d=0.60m2) 溢流堰高度hw由hw=hlhow可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3)并由图液流收缩系数计算图，则可取用e= 1.0 ，则how=0.0159m取板上清液层高度hl=0.06 m故 hw=0.06-0.0159=0.0441 m3) 弓形降液管的宽度wd和截面积af由wd/d=0.6 m 查图可求得af/at=0.057 wd/d=0.125af=0.0570.785=0.044745 mwd=0.1251.0=0.125 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即=3600 afht/lh= 3600 0.0447450.40/ (36000.0022)=8.14s5s 其中ht即为板间距0.40m，lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度hoho= lh/（3600lwuo）取 uo=0.17m 则ho=0.00223600/(36000.60.17) =0.022 m0.02mhw-ho=0.0417-0.022=0.0197m0.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。 2. 塔板布置1) 塔板的分块因为d 800mm，所以选择采用分块式，查表可得，塔板可分为3块。2) 边缘区宽度确定取ws=ws= 65mm , wc=35mm3. 开孔区面积计算开孔区面积aa按式子5-12计算，则有aa=2x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）其中 x=d/2(wdws)r= d/2wc并由wd/d=0.125，推出wd=0.125由上面推出aa=0.530m24. 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为n=1.155ao/t2=2721个开孔率为=0.907（do/t）2=10.1%气体通过阀孔的气速为uo=vs/ao=1.466/（0.1010.530）=27.38m/s第六章 筛板的流体力学验算6.1精馏段6.1.1 塔板的压降1. 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式：hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以hc=0.051(27.67/0.772) 2(1.01/819.1)=0.0786m液柱2. 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式：hl=hlua=vs/（ataf）=1.481/(0.785-0.0047)=1.897m/sfo=1.897(1.01)1/2=1.90kg1/2/(s m1/2) 查得=0.54所以hl=hl=0.54(0.0417+0.0083)=0.027 m液柱3. 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4l/（lgdo）计算,则有h=(437.9710-3)/(819.19.810.005)=0.0038 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp，可按下面公式计算hp=hc+hl+h=0.0786+0.027+0.0038=0.1094m液柱气体通过每层塔板的压降为 pp= hplg =0.1094819.19.81=879.07pa0.9kpa（设计允许值）6.1.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。6.1.3液沫夹带液沫夹带量，采用公式：ev=5.7106/l ua/(hthf)3.2由hf=2.5hl=2.50.05=0.125m 所以：ev=(5.710-6/37.9710-3) 1.897/(0.4-0.125)=0.068kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。6.1.4 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式uo,min=4.4co(0.0056+0.13 hl-h)/l /v1/2=8.81m/s实际孔速为o27.67m/suo,min稳定系数为 =uo/uo,min=27.67/8.81=3.141.5故在本设计中无明显漏液。6.1.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度hd应服从式子：hd(hthw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(hthw)=0.5（0.40+0.0417）=0.221m而hd=hp+hl+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.07)2=0.0007m液柱hd=hp+hl+hd=0.1094+0.05+0.0007=0.160m液柱则有： hd(hthw)，于是可知本设计不会发生液泛。6.2 提馏段6.2.1 塔板的压降1.干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式：hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772，所以hc= 0.0561m液柱2.气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hl由公式：hl=hlua=vs/（ataf）=1.879m/sfo=1.8970.80.5=1.68kg1/2/s m1/2可查图得=0.58，所以hl=hl=0.0344m液柱3.液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=l/（lgdo）计算,则有h=0.0052m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hp，可按公式：hp=hc+hl+h=0.0947m液柱气体通过每层塔板的压降为pp= hplg = 850.59pa0.9kpa 计算结果在设计充值内6.2.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。6.2.3 液沫夹带液沫夹带量，采用公式：ev=5.710-6/l ua/(hthf)3.2由hf=2.5hl=0.125m所以ev=5.710-6/55.1310-31.879/(0.40-0.125)3.2 =0.048 kg液/kg气0.1 kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。6.2.4漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式uo,min=4.4co(0.0056+0.13 hl-h)/l /v1/2=9.55m/suo=27.38m/suo,min稳定系数为 k= uo / uo,min =27.38/9.55=2.871.5，故在本设计中无明显漏液。6.2.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度hd应服从式子hd(hthw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5 则(hthw)=0.5（0.40+0.417）=0.221m而hd=hp+hl+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.004m液柱hd=hp+hl+hd=0.095+0.05+0.004=0.149 m液柱则有：hd(hthw)于是可知本设计不会发生液泛。第七章 塔板负荷性能图7.1精馏段7.1.1漏液线uo,min=4.4co(0.0056+0.13 hl-h)/l /v1/2uo,min=vs, min/aohl= h w +howhow =2.84/1000e(lh/lw)(2/3)vs, min =4.4co ao0.0056+0.13( hw+2.84/1000e(lh/lw)(2/3)- hl /v 1/2 =5.178 (0.007151+0.1219ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs值计算结果列于下表7.1ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s0.4610.4840.5100.5297.1.2液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求vsls关系如下：ev=5.710-6/l ua/(hthf) 3.2ua=vs/(at-af)=1.351 vshf=2.5hl=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 ls2/3)=0.10+2.3 ls2/3hthf=0.40-0.10-2.30ls2/3=0.3-2.30 ls2/3 ev=5.710-6/37.9710-31.351vs/(0.3-2.30 ls2/3)3.2 =0.1整理得 vs=1.70-13.00 ls2/3在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs值计算结果列于下表7.2ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s1.6191.5301.4291.3467.1.3液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3) =0.005ls,min=0.00024m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线7.1.4 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（afht）/ls=4故ls,max=（afht）/4=（0.04470.40）/4=0.00447 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限7.1.5 液泛线令hd=(hthw)hd=hp+hl+hdhp=hc+hl+hhl=hlhl= h w +how联立得 ht(-1)hw=(+1) how+ hc + hd + h忽略h，将how与ls、hd和ls、hc与vs的关系代入上式，得a v2s=b-c ls2-d ls2/3 式中a=0.051/(aoco)2（v/l）b=ht(-1)hwc=0.153/(lwho)2d=2.8410-3e( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.1010.5300.772)2（1.01/819.1）=0.037b=0.50.4(0.5-0.54-1)0.0417=0.157c=0.153/(0.60.02)2=1062.500d=2.8410-31( 1+0.54)(3600/0.6)(2/3)=1.444 故v2s=4.24-28716.22 ls2-39.03 l2/3s在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs的值，计算结果如下表7.3ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s3.993.663.172.60负荷性能图7.1在负荷性能图上，作出操作点a，连接oa，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得vs,max= 1.623m3/s vs,min=0.400 m3/s故操作弹性为：vs,max/ vs,min=1.623/0.400=4.0587.2提馏段7.2.1漏液线uo,min=4.4co(0.0056+0.13 hl-h)/l /v1/2uo,min=vs, min/aohl= h w +howhow =2.84/1000e(lh/lw)(2/3)vs, min =4.4co ao0.0056+0.13( hw+2.84/1000e(lh/lw)(2/3)- hl /v 1/2 =6.151 (0.005821+0.1219ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs值计算结果列于下表7.4ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s0.5000.5300.5620.5887.2.2液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求vsls关系如下：ev=5.710-6/l ua/(hthf)3.2ua=vs/(at-af)=1.351 vshf=2.5hl=2.5(hw+ how)hw=0.0417how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 ls2/3)=0.10+2.3 ls2/3hthf=0.40-0.10-2.30ls2/3=0.3-2.30 ls2/3 ev=5.710-6/37.9710-31.351vs/(0.3-2.30 ls2/3) 3.2 =0.1整理得：vs=1.70-13.00 ls2/3在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs值计算结果列于下表7.5ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s1.6191.5301.4291.3467.2.3 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000e(lh/lw)(2/3) =0.005ls,min=0.00064m/s据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线7.2.4 液相负荷上限线以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式=（afht）/ls=4故ls,max=（afht）/4=（0.04470.40）/4=0.00447 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限7.2.5液泛线令hd=(hthw)hd=hp+hl+hdhp=hc+hl+hhl=hlhl= h w +how联立得：ht(-1)hw=(+1) how+ hc + hd + h忽略h，将how与ls、hd和ls、hc与vs的关系代入上式，得：a v2s=b-c ls2-d ls2/3式中 a=0.051/(aoco)2（v/l）b=ht(-1)hwc=0.153/(lwho)2d=2.8410-3e( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.1010.5300.772)2（0.80/915.6）=0.026b=0.50.4(0.5-0.58-1)0.0417=0.155c=0.153/(0.60.022)2=878.100d=2.8410-31( 1+0.58)(3600/0.6)(2/3)=1.482故v2s=5.96-33773.08 ls2-57.00 ls在操作范围内，任取几个ls值，依上式计算出vs的值，计算结果如下表7.6ls m3/s0.00050.00150.00300.0045vs m3/s5.5925.1374.4703.722负荷性能图7.2在负荷性能图上，作出操作点a，连接oa，即作出操作线。由图(1-3)可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得vs,max= 1.562m3/s vs,min=0.514 m3/s故操作弹性为vs,max/ vs,min=1.562/0.514=3.039第八章 辅助设备的计算及选型8.1 原料贮罐 设计原料的储存利用时间为3天qm,h=6313.13 kg/h24h3=454545.36kg 则可知：v= qm,h/进料密度=454545.36/904.75=502.40m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=502.40/0.8=628.0m38.2 产品贮罐设计产品的储存时间为3天qm,h=89.0230.3824h3=194718.79kg产品密度=甲醇密度0.882+水密度0.118 =750.00.882+979.40.118 =777.07kg/m3 则可知：v= qm,h/产品密度 =194718/777.07=250.58 m3设其安全系数为：0.8 则有：v实际=250.58/0.8=313.23 m3选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐系列（hg-21502.1-92）原料储罐的选择规格为：名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格hg-21502.1-92-217600660950010338q235-a.f21840产品储罐的选择规格为名称标准序号公称体积/m3计算体积/m3内径/mm总高/mm材料总重/kg规格hg-21502.1-92-20830033075008305q235-a.f127608.3 原料预热器原料加热：采用压强为270.25kpa的水蒸汽加热，温度为130，冷凝温度至130流体形式采用逆流加热则qm,h=500001000/(33024)=6313.13 kj/(kgk)同时有p,h,甲醇=2.48 kj/(kgk) cp,h,水=4.183 kj/(kgk)质量分数 xf=0.40根据上式可知：cp c=2.480.4+4.1380.6=3.502kj/(kgk)设加热原料温度由10到85 则有：= qm,hcp,ct =6313.133.50275 =1.658106 kj/h选择传热系数k=800 w/(m2k)则传热面积由下列公式计算：a=/（ktm） 其中 tm=(t1t2)/ln(t1/t2) =76.49 k 故有：a=/（ktm）= 27.20 m2取安全系数为0.8 则a实际=27.20/0.8=33.87 m2选择固定管板式换热器系列，规格为：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径dg/mm公称压力pg/mpa管程数n管子根数n规格5001.6152名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格-0.011933.8730008.4塔顶全凝器甲醇的气化热rqc=(r+1)dr=(1.130+1)(89.0230.38/3600)1101= 1758.85kg/h冷凝塔顶产品由温度67.0冷却到温度40采用冷凝水由20到40 知道tm=(t1t2)/ln(t1/t2) =23.33 k选择k=800w/( m2k) 则有：a= qc /(ktm)= 94.24m2取安全系数为0.8实际面积a=94.24/0.8=117.80 m2选择冷凝器的系列：采用加热管的直径为：252.5mm名称公称直径dg/mm公称压力pg/mpa管程数n管子根数n规格6001.6254名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0399117.0860008.5塔底再沸器qc=vw r=(189.61225818.02)=2143.8kg/h塔釜产品由温度103.2加热到温度130tm=130.0-103.2=26.8k选择k=1000w/( m2k) 则有：a= qc /(ktm)=78.00 m2取安全系数为0.8 则有a实际=78.00/0.8=100.00 m2名称公称直径dg/mm公称压力pg/mpa管程数n管子根数n规格6002.5242名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格0.0190100.0060008.6 产品冷却器假设产品从67.0冷却到40时冷却水从进口温度15到40时ch3oh ： cp,c=2.48 kj/kg kh2o ： cp,c=4.183 kj/kg k=qm,c cp,c t=89.0230.382.48(67-40)=1.811105kj/h取k=600 w/( m2k)a=/ktm =(1.8111051000)/(60026.03600) =3.22 m2取安全系数为0.8 则a实际=3.22/0.8=4.03 m2名称公称直径dg/mm公称压